12-10第12篇精馏、吸收及塔设备 (12-2-12) 式中 馏出液中易挥发组分的摩尔分率 M点(图12-2-3)气、液相中易 挥发组分的摩尔分率。 一般情况下,M点落在平衡曲线上(图12-2-3(a) 它就是平衡线与q线的交点若平衡线形状特异,M 点不落在其上(图12-2-3(b))时,自A点作平衡 线的切线,此切线与q线的交点为 2)实用回流比 根据经济权衡—设备的年折旧费与操作费之 和为最小,实用回流比应为最小值的1.05-1.1倍, 但实用上常取1.1一2倍。难分离的混合物还可超 出此范团的上限 例1在常压下精馏苯与甲苯的混合物。加料 图12-2-2图解法求糖馏塔平衡级数 为温度30°C的液体,含苯50%(摩尔百分数 都等于产品浓度xD,它们的状况正好都为操作线端塔顶与底的产物中含苯分别为95%与5%。采用全 点A助代表。从第1平衡级流到第2平衡级的液体冷凝器,回流液于冷凝温度下返回塔内。回流比取 浓度x1与从第1平衡级上升的蒸气浓度y1相平衡,为最小值的2倍。求所需平衡级数 故由A所作水平线与平衡线相交的交点a的x坐标 于手册中查得下列数据 值即代表此液体浓度x1,而从第2级升到第1级的 加料组成下液体泡点=92°C,蒸气露点=98 蒸气浓度y则以操作线上由x1定出的b点表示。 这样,A。便代表进、出第1级的液体浓度变化, 顶板上升蒸气(y=0,95)温度=82.5°C,此 而ab则代表出、进第1级的蒸气浓度变化。于是精温度下a=2.37; 馏段的第1级便可用一个梯级Aab来代表。其下用 再沸器内液体(xB=0.05)温度=108.5°C, 同法作出的三角形梯级便按顺序代表下面各平衡此温度下a=259。 级。到两操作线相交处,梯级由精馏段操作线转入 解由查得的数据知苯与甲苯的气化潜热很接 提馏段操作线,跨过两操作线交点的梯级即代表加近,故可用第4节所述图解法求解 料口所在的平衡级,如图12-2-2中的∫gh。以下的 (1)求q值及作q线 梯级便循提馏段操作线往下推移,直到抵达或越过 料的平均摩尔质量=781×0,5+86,8x0,5 C点处为止。最后一级(图12-2-2中的nop)代表82,3kg/kmol 再沸器,因为再沸器所送出的气、液亦达平衡,与 将原为30°c的料液加热到泡点(92°C)所需显 一个平衡级相当。 若塔顶处采用部分冷凝器,送出的蒸气产品浓 Hx-HP=82,3×1.84(92-30 度等于工D,则一般认为此蒸气与从分凝器回流入塔 9389kJ/kmol 的液体达平衡,而以第1级Aab代表此分凝器。 料的气化潜热近似地取各组分在其正规沸点下 的值用叠加法推算 5最小回流比与实用回流比 Hy-HL=30770×0,5+33450X05 1)最小回流比 32110kJ/kmol 最小回流比是指操作线的一端落在平衡线上或 由此得 此线与平衡线相切、致使平衡级数为∞的回流比, 可用下式表示
第2章蒸馏操作计算12-11 图12-2-3最小回流比条件下的操作线 12-22苯、甲菲的物性 沸点“C 1MPa及其相应沸点 气化潜热k/kmol(30-100°C范团内的平均值) 78.1 30770 1。84 10.6 1。84 Vx=05 x=0.50 xD=0.95 图12-24例1理论板计算图 E Hr)-(Ht-H 为4·45的线FG,此即为q线。 求最小回流比及实用回流 9389+32110 将0。1MPa下苯与甲苯的y-平衡关系绘出, 前面作出的q线与此平衡线交于M。读出M点的坐 767,计算最小回 q线斜率 于对角线上取x=05的点F,过此点作斜率
12-12第12篇糖馏、吸收及塔设备 实用回流比: 式中x;—加料中组分讠的浓度,摩尔分率 R=2×0。897=1,8 μ——塔顶与塔底平均温度下组分;的粘度 (3)作两段的操作线 mNs/m2,即cP)。 精馏段操作线在y轴上的截距为 图中a为塔顶与塔底的相对挥发度平均值。 0。95 7平衡级数的简提算法 R 18+1=0.34 若相对挥发度在全塔内恒定或变化不大而可取 于对角线上取xD=0.95的A点,于y轴上取其平均值,则可应用此法。步骤如下 y=0.34的B点,连AB,即得精馏段操作线。此 (1)按下列公式求最小回流比: 操作线与q线交于D。于对角线上取xB=0。05的C 沸腾液体加料 点,连DC,即得提馏段操作线 (Rmln,-1 (1-xD) (4)平衡级数 从A点开始,在平衡线与两操作线之间作平衡 级的图解,至达到或越过C点为止。由所作梯级数 (12=2-13) 知平衡级数(理论板数) 饱和蒸气加料 N≈10。7 又作图时于第6级处从精馏段操作线转到提馏段操 Roio)0-0 =<I 1("--1-n-)-1 作线,故料液加在第5平衡级上,即精馏段4平衡 级,提馏段67平衡级(其中有一平衡级为再沸 (12-2-14 气液混合物加料 6实际级(板)数 Rl=q(Rm1n)φ=1+(1-q)(Rm)=0 (12-2-15) Nact= 冷液体加料时,可用沸腾液体加料的式( 式中N—平衡级数 13)粗略计算。 2)按下列公式( Fenske公式)求全塔的最 总板效率可由图12-2-5粗略估计。图中平均粘小平衡级数(即全回流R=∞时的平衡级数) 度按下式计算: A。s(e(2) 1 4B 式中x;、y一分别为易、难挥发组分的浓度, 摩尔分率 D、B(括号外)—分别表示塔顶、塔底 的产物 1—塔顶(第一板)温度下的相对挥发 度 塔底(再沸器)温度下的相对挥发 0.10.20.40.6081 1与a的几何平均值。 图12-2-5粘度与板效率关系 精馏段最小平衡级数(为了求加料口位置) 用加料中组分j与i的浓度比(x/x;)p代替式
第2章蒸馏操作计算12-1 12-2-16)中的(x/x1)B用塔顶温度下相对挥发 R=2Rat=2.23 度a1与加料板温度下相对挥发度的平均值aF代替由式(12-2-16)求得全塔最小平衡级数为 ,即可求得 (8)应用 Gilliland曲线求平衡级数N。此曲 1g0 线已拟合成下列公式: lg2.48 Y=075(1-X06·7 12-2-17) 式中 精馏段的最小平衡级数为 精馏段 N-N 0.95/0.5 由已定的R及算出的Rn计算X,用式(12-2-17) 0.05八0 1g2.48 =3.24 自X计算y,由Y及算出的Nm计算N 例2求例1的塔的总板效率与实际板数 用式112-2-17)求平衡级数,痴出 解总板效率利用图12-2-5作粗略估计。先求 x=2,2316 =0。345 平均相对挥发度。由上题的数据: 塔顶 Y=0.75(1-0,345°67)=0,34 =82。5°C,a=2.37 塔底t=108.5°C,a=2.59 全塔: N-6·48N=10.3 得a=g(2.37+2.59)=2.48 精馏 N-3 粘度按塔顶与塔底的平均温度估计,此温度为 N=5。4 (825+1085)=95。5°C 8填料层高度 在95,5°C下,苯与甲苯的粘度均为0·3cP。故 h=hN (12-2-18) ∑x=0,3×05+0,3×05=0,3cP 式中h平衡级当量高度(等板高度H.E.T aaEH12x;=2.48×0,3=0744 P),m, 于图12-2-5上读出;丌r=0,52 N—平衡级数 1中已算出,平衡级数约为10.7,其中包括平衡级当量高度应采用实测数据。无实测数据时, 个两相达平衡的再沸器,故实际板数应为 用下列经验数字(来源不同)作粗略估计 10 =18.7取Nr=19 (1)乱堆填料:h≈0.45-0.6m 2)h大致与塔径相等 精馏段层数=4 鲍尔环:h约为0.31, 0.46,0.61m。若液体分布不很完善时,应将算得 提馏段层数=19-8 例3用简化法求例1的塔所需的平衡级数的宴料层高度增大30-50%。 设料于沸点下加入。 9再沸器与冷凝器 解根据式(12-2-13)求Ra,式中的a采用9.1再沸器的热负荷 所求出的平均值(2。48)。 从全塔热衡算得到 95 QB=D'(R+1)Hy+B'CBtB-F HP D′ CSTr+Q 2.48(1-0 1-0.50 1.116 (12-2-19) 式中Qg—再沸器的热负荷,kJ/hy
12-14第12篇精馏、吸收及塔设备 F′、D′、B—料、塔顶产物、塔底产物例很大,若略去其它各项,可筒化为 的流率,kg/b; QB≈D'(R+1)Hv (12-2-20 R回流比 Hw、HP—从塔顶第一级送出的蒸气与料 92冷凝器的热负荷 的焓,kJ/h (1)全冷凝器 CB、CR塔底产物(指液体)与回流液 Qc=D(R+1)(Hr-CRtk)(12-2-21 的比热,kJ/kg°C) 2)部分冷凝器 备散热速率,kJ/h Qc=R(Hy-CRtR (12-2-22 式(12-2-19)等号右侧各项中,第一项所占比 第3章塔设备 塔设备类型有板式塔、填料塔、湿壁料、降膜 塔、喷雾塔等,最常用的是板式塔和填料塔。这 塔的主要特点列于表12-3-1。 板式塔 工业上最早使用的板式塔是泡罩塔(1813年)和 筛板塔(1830年)。第二次世界大战以后,又出现了 图12-3-1有降液管和无降液管两类塔板 许多新型板式塔,塔板型式有浮阀塔板,S型单向 流塔板,舌形塔板,浮动喷射塔板等。大致可将 :90 板按气液流向分为错流接触与对流接触两类,前者 为有降液管塔板,后者为无降液管塔板,这两类塔板 如图12-3-1所示。有降液管的塔板常用筛板塔塔 板,浮阀塔板、泡罩塔板。无降液管的塔板有筛孔 图12-3-2泡罩塔板 波纹穿流 图12-3-4。 1.1流体流向与塔板结构 泡罩塔板上设有若干升气管,气体进入,通过 泡罩齿缝与液体接触,进行传质。液体从上层塔板 1.1.1有降液管塔扳 的降液管流入这层塔板横向流动,然后经降液管 有降没管塔板的结构见图12-3-2、图12-3-3、流向下一层塔板,由于升气管上端高于塔板,塔板 襄12-3-1各种塔器的特点及用途 连续相 扳式塔 错流,对流 液体/气体吸收、糟馏、脱吸 填料塔 对流,并流 液体/气体 吸收、精馏、提、增湿、去湿 迮壁塔(降膜塔)对流,并流 液体/气体吸收、精镏提馏蒸发 啧雾器 并流, 流 微分 吸收、提馏、增、云湿